Расчет нефтехимического блока переработки нефти и установки гидроочистки

Вид работы:

Курсовая работа (т)
Предмет:

Другое
Язык:

Русский
,
Формат файла:
MS Word

58,65 Кб
Опубликовано:

2013-11-07

Все курсовые работы по другим направлениям

Скачать курсовую работу Читать текст online Заказать курсовую
*Помощь в написании! Посмотреть все курсовые работы

Вы можете узнать стоимость помощи в написании студенческой работы.

Расчет нефтехимического блока переработки нефти и установки гидроочистки

СОДЕРЖАНИЕ

ВВЕДЕНИЕ

. ХАРАКТЕРИСТИКА НЕФТИ, ФРАКЦИЙ И ИХ ПРИМЕНЕНИЕ

.1 Характристика нефти

.2 Характеристика газов

.3 Характеристика бензиновых фракций и их применение

.4 Характеристика дизельных фракций и их применение

.5 Характеристика вакуумных (масляных) дистиллятов Зейской нефти и их применение

.6 Характеристика остатков и их применение

. ВЫБОР И ОБОСНОВАНИЕ ПОТОЧНОЙ СХЕМЫ ГЛУБОКОЙ ПЕРЕРАБОТКИ НЕФТИ

3. ВЫБОР И ОБОСНОВАНИЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ УСТАНОВКИ ГИДРООЧИСТКИ

. РАСЧЁТ МАТЕРИАЛЬНОГО БАЛАНСА УСТАНОВКИ ГИДРООЧИСТКИ ДИЗЕЛЬНОГО ТОПЛИВА

4.1 Исходные данные для расчёта

.2 Результаты расчёта программы «Гидроочистка»

. РАСЧЁТ ТЕПЛООБМЕННИКОВ ПОДОГРЕВА СЫРЬЯ

.1 Определение температуры на выходе из теплообмееника

.2 Определение среднего температурного напора в теплообменнике

. РАСЧЁТ РЕАКТОРНОГО БЛОКА

.1 Материальный баланс реактора гидроочистки

.2 Тепловой баланс реактора

.3 Расчёт объёма катализатора в реакторе

.4 Расчёт геометрических размеров реактора

7. РАСЧЁТ СЕПАРАТОРОВ

7.1 Расчёт горячего сепаратора С-1

.2 Расчёт холодного сепаратора С-2

. РАСЧЁТ ФРАКЦИОНИРУЮЩЕЙ КОЛОННЫ

.1 Расчёт доли отгона на входе в колонну

.2 Расчёт доли отгона в ёмкости орошения колонны

.3 Расчёт температуры вверху колонны

.4 Определение температуры низа колонны

.5 Расчёт теплового баланса колонны

.6 Расчёт диаметра колонны

.7 Расчёт высоты колонны

9. РАСЧЁТ ПОЛЕЗНОЙ ТЕПЛОВОЙ НАГРУЗКИ ТРУБЧАТОЙ ПЕЧИ

10. РАСЧЁТ ПРОДУКТОВЫХ ХОЛОДИЛЬНИКОВ

. РАСЧЁТ МАТЕРИАЛЬНОГО БАЛАНСА УСТАНОВОК И БЛОКА В ЦЕЛОМ

.1 Расчёт материального баланса установки АВТ

.2 Расчёт материального баланса установки изомеризации

.3 Расчёт материального баланса битумной установки

.4 Расчёт материального баланса установки каталитического риформинга

.5 Расчёт материального баланса установки каталитического крекинга

.6 Расчёт материального баланса установки гидрокрекинга

.7 Материальный баланс установки ART

.8 Расчёт материального баланса установки АГФУ

.9 Расчёт материального баланса установки алкилирования

.10 Расчёт материального баланса установки получения ДИПЭ

.11 Расчёт материального баланса установки гидроочистки ДТ

.12 Расчёт материального баланса установки получения серной кислоты

.13 Расчёт материального баланса установки пиролиза

.14 Расчёт материального баланса ГФУ

.15 Расчёт материального баланса установки получения и концентрирования водорода

.16 Расчёт материального баланса установки получения МТБЭ

.17 Расчёт материального баланса установки экстракции ароматических углеводородов

.18 Расчёт материального баланса установки ректификации суммарной ароматики

.19 Расчёт материального баланса установки «Таторей»

.20 Расчёт материального баланса блока получения товарного пара-ксилола

.21 Расчёт материального баланса установки гидроконверсии ВГ

.22 Расчёт материального баланса топливно-химического блока в целом

12. ОХРАНА ОКРУЖАЮЩЕЙ СРЕДЫ НА УСТАНОВКЕ

СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ

ВВЕДЕНИЕ

переработка нефть гидроочистка

Нефть и получаемые на её основе разнообразные продукты играют заметную роль в топливно-энергетическом балансе любого государства и в жизнедеятельности человека в целом.

Развитие человеческого сообщества определяется техническим прогрессом науки и техники. В свою очередь, разработка и создание новых видов машин и механизмов, новых материалов и продуктов требуют значительного улучшения качества топлив и масел, а также сырья для химической и нефтехимической промышленности. Это накладывает определенный отпечаток на нефтепереработку, развитие которой, начиная с последних десятилетий минувшего столетия, осуществлялось весьма бурными темпами. Появление новых процессов, катализаторов, оборудования, приборов контроля и автоматизации сделало возможным выпускать на нефтеперерабатывающих заводах высококачественную продукцию, удовлетворяющую современным требованиям человеческого общества.

Особенностью современной нефтеперерабатывающей промышленности является тенденция к углублению переработки нефти, что объясняется ограниченностью её запасов, а также ужесточением экологических требований к нефтепродуктам. Увеличение глубины переработки нефти, т.е. получение дополнительного количества светлых фракций по сравнению с потенциалом, можно достичь только при широком использовании термокаталитических процессов [1].

1. ХАРАКТЕРИСТИКА НЕФТИ, ФРАКЦИЙ И ИХ ПРИМЕНЕНИЕ

.1 Характристика нефти

Данные о Зейской нефти взяты в справочной литературе [2]. Показатели качества нефти представлены в таблицах 1.1 и 1.2.

Таблица 1.1 - Потенциальное содержание фракций в Зейской нефти

Номер компанента	Компаненты, фракции	Массовая доля компонента в смеси, xi
1	H2	0,00000
2	CH4	0,00053
3	C2H6	0,00153
4	C2H4	0,00000
5	H2S	0,00000
6	∑C3	0,00732
7	∑C4	0,01762
8	28-62°С	0,03414
9	62-85°С	0,02060
10	85-105°С	0,02513
11	105-140°С	0,04957
12	140-180°С	0,07035
13	180-210°С	0,04870
14	210-310°С	0,16729
15	310-360°С	0,07966
16	360-400°С	0,06392
17	400-450°С	0,09379
18	450-500°С	0,07911
19	>500°С	0,24074
	Итого	1,00000

Таблица 1.2 -показатели качества Зейской нефти

Показатели	Единицы измерения	Значение показателя
Плотность нефти при 20°С	кг/м3	854,8
Содержание в нефти: хлористых солей	мг/л	69
Воды	% масс.	0,63
Серы	% масс.	2,01
парафина	% масс.	3,7
Фракции до 360°С	% масс.	50,456
Фракции 360-500°С	% масс.	23,682
Фракции 500-570°С	% масс.	9,404
Плотность гудрона (остатка) при 20°С (фр.>570°С)	кг/м3	1073,4
Показатели	Единицы измерения	Значение показателя
Вязкость нефти: при t=20°С при t=50°С	мм2/с мм2/с	14,83 8,12
Выход суммы базовых масел с ИВ≥90 и температурой застывания≤-15°С	% масc.	14,44

Согласно ГОСТ Р 51858-2002 [3] по физико-химическим свойствам, степени подготовки, содержанию сероводорода и легких меркаптанов нефть подразделяют на классы, типы, группы, виды. По содержанию сероводорода и легких меркаптанов нефть относится ко 2-ому виду:

содержание метил- и этил- меркаптанов - 48 ppm;

содержание сероводорода - 29 ppm.

Шифр нефти: 3.2.3.2 ГОСТ Р 51858-2002.

.2 Характеристика газов

Газы С1-С2, получаемые на установке АВТ отправляем в топливную сеть завода, газы С3-С4 используем в качестве сырья установки пиролиза.

В таблице 1.3 представлена характеристика газов.

Таблица 1.3 - Состав и выход газов на нефть

Компоненты	Выход на нефть, % масс.
Метан	2,70´0,0196=0,053
Этан	2,70´0,0568=0,153
Пропан	2,70´0,2712=0,732
Бутан	2,70´0,2098=0,567
Изобутан	2,70´0,4426=1,195
Итого:	2,70

.3 Характеристика бензиновых фракций и их применение

В таблице 1.4 представлена характеристика бензиновой фракции.

Фракцию 70-180°С необходимо отправить на каталитический риформинг для повышения ОЧ и для получения ароматики.

Фракцию н.к.-70°С можно использовать как сырьё для процесса изомеризации.

Таблица 1.4 - Характеристика бензиновых фракций Зейской нефти

Пределы кипения фракции, °С	Выход на нефть, % масс.	Октановое число без ТЭС	Содержание, % масс.
			серы	ароматических углеводородов	нафтеновых углеводородов
н.к.-70	4,131	64	отс.	0	13
70-180	15,848	51	отс.	9	12
н.к.-180	19,979	39	0,09	9	25

.4 Характеристика дизельных фракций и их применение

В таблице 1.5 представлена характеристика дизельной фракции.

Можно получать фракцию 180-360°С как компонент ДТ. Эта фракция не отвечает требованиям стандарта по содержанию серы. Для понижения содержания серы фракцию необходимо подвергнуть гидроочистке.

Таблица 1.5 - Характеристика дизельных фракций Зейской нефти

Пределы кипения, °С	Выход на нефть, % масс.	Цета-новое число	Вязкость при 20°С, мм2/с (сСт)	Температура		Содер-жание серы, % масс.
				помутне- ния, °С	засты-вания, °С
180-360	29,565	54	5,18	-7	-12	1,31

1.5 Характеристика вакуумных (масляных) дистиллятов Зейской нефти и их применение

Фракцию 360-570°С делим на две части: одну часть отправляем на установку каталитического крекинга, вторую на установку гидрокрекинга.

Перед каталитическим крекингом необходимо подготовить сырьё. Целью подготовки сырья для процесса каталитического крекинга является удаление гетероатомных соединений, в первую очередь, сернистых и азотистых, и повышение содержания парафино-нафтеновых углеводородов. Облагораживание сырья позволяет увеличить сырьевую базу процесса и обеспечить повышенный выход бензина с низким содержанием серы при минимальном выходе кокса. С этой целью используем установку гидроконверсии ВГ.

Таблица 1.6 - Характеристика вакуумных дистиллятов

Пределы кипения, °С	Выход на нефть, % масс.	Плотность при 20°С, кг/м3	Вязкость, мм2/с, при		Выход базовых масел с ИВ³90 на дистиллят, % масс.
			50°С	100°С
360-430	12,019	863,7	18,24	4,12	63,49
430-500	11,663	884,3	41,35	6,47	58,23
500-570	9,404	912,8	143,86	22,90	45,37
>570	14,67	927,5	248,19	26,73	20,85

.6 Характеристика остатков и их применение

Так как выход гудрона равен 14,67% на нефть, то одну его часть отправим на установку ART, а вторую - на битумную установку. Процесс ART - это термоадсорбционная переработка нефтяных остатаков. Специалисты фирмы “Келлог” называют процесс ART революционным, т.к. он является самым эффективным и экономичным способом облагораживания остатков нефти [4]. На установку получения битума отправляем половину фракции - 7,335% масс. на нефть. чтобы обеспечить получение необходимого количества нефтяных битумов.

Таблица 1.7 - Характеристика остатков Зейской нефти

Показатель	>570
Выход на нефть, % масс.	14,67
Вязкость условная, °ВУ: при 80°С	-
при 100°С	183,20
Плотность при 20°С, кг/м3	1073,4
Коксуемость, % масс.	19,38
Содержание, % масс.: серы	3,92
парафинов	1,1

2. ВЫБОР И ОБОСНОВАНИЕ ПОТОЧНОЙ СХЕМЫ ГЛУБОКОЙ ПЕРЕРАБОТКИ НЕФТИ

Выбор поточной схемы переработки нефти заключается в том, чтобы подобрать минимальное количество технологических установок, обеспечивающих показатели работы топливно-химического блока: выработку светлых не менее 78% масс., сырья для нефтехимии не менее 6,0% масс., глубину переработки нефти не менее 87%.

Основой любого нефтеперерабатывающего завода является установка АВТ. При помощи этой установки получают газы С1-С2, С3-С4, нефтяные фракции н.к.-70 С, 70-180 С, 180-360 С, 360-570 С и гудрон(>570 С).

Для разделения газов С1-С4 на компоненты используем газофракционирующую установку. На ГФУ поступают газы С1-С4 с установок изомеризации, гидроочистки ДТ, гидроконверсии ВГ, каталитического риформинга. Газ С1-С2 используем для получения водорода. Газы С3-С4 используем в качестве сырья установки пиролиза.

Для повышения октанового числа фракцию н.к.-70 С отправляем на установку изомеризации. На данной установке получаем изомеризат - высокооктановый компонент бензина, также получаем газы С1-С4, которые отправляем на ГФУ. В качестве катализатора изомеризации выбираем I-7, который позволяет провести процесс при температуре 220-240 С. Увеличивается конверсия на 1% и увеличивается ОЧ на 1,5-2 пункта, снижается потребление топлива.

Фракцию 70-180 С целесообразно отправить на установку каталитического риформинга. Процесс каталитического риформинга предназначен для повышения детонационной стойкости бензинов и получения индивидуальных ароматических углеводородов, главным образом бензола, толуола, ксилолов - сырья нефтехимии. Важное значение имеет получение в процессе дешёвого ВСГ, который направляем на установки изомеризации и гидроочистки ДТ. Неиспользованный на установках изомеризации и ГО ДТ ВСГ отправляем на установку производства и концентрирования водорода для дальнейшего использования на установке гидрирования лёгкого бензина каталитического крекинга и фракции н.к.-70°С с установи ART. Помимо прямогонного бензина как сырьё каталитического риформинга используем бензин с процесса ART. Используем технологию риформинга с непрерывной регенерацией катализатора. На установке получаем фракции: н.к.-70°С, 70-140°С и 140-180°С. Фракции н.к.-70°С и 140-180°С используем в качестве компонентов товарного бензина, фракцию 70-140°С отправляем на получение ароматических углеводородов.

Получаемый на установке каталитического риформинга ВСГ не может быть направлен сразу на установки гидрокрекинга и гидроконверсии, так как имеет недостаточное содержание водорода. В связи с этим нужно предусмотреть установку концентрирования водорода. Для этого предусмотрена установка производства водорода методом паровой конверсии метана или углеводородного газа.

Фракцию 180-360 С отправляем на установку гидроочистки, т. к. она не проходит как товарное топливо по содержанию серы [5]. На установку гидроочистки отправляем также фракцию 180-360°С с установки ART.

Каталитический крекинг, перерабатывая тяжелое сырьё, позволяет дополнительно получать до 15-20% в расчёте на нефть высокооктанового бензина. Кроме того, образующийся в процессе легкий каталитический газойль после соответствующей обработки можно использовать в качестве компонента дизельного топлива. При каталитическом крекинге в качестве сырья обычно используют широкие вакуумные фракции, причём как прямогонные, так и подвергнутые предварительной гидрообработке (термическая обработка в присутствии катализаторов и водорода, например, процесс гидрокрекинга). Перед каталитическим крекингом необходимо подготовить сырьё. Целью подготовки сырья для процесса каталитического крекинга является удаление гетероатомных соединений, в первую очередь, сернистых и азотистых, и повышение содержания парафино-нафтеновых углеводородов. Облагораживание сырья позволяет увеличить сырьевую базу процесса и обеспечить повышенный выход бензина с низким содержанием серы при минимальном выходе кокса. Наиболее экономичными являются процессы гидроочистки и гидроконверсии вакуумного газойля. Гидроочистка вакуумного газойля позволяет уменьшить в нём только содержание гетероатомных соединений. Поэтому этот процесс применяют для легких газойлей, выкипающих в пределах 360-500°С и содержащих около 50% парафино-нафтеновых углеводородов. При гидроконверсии применяются два вида катализатора, которые, во-первых, позволяют удалять из сырья с концом кипения до 600°С сернистые и азотистые соединения и, во-вторых, проводить гидрирование ароматических углеводородов. В результате получается гидроочищенный вакуумный газойль (ГВГО) с содержанием серы не более 0,2% мас. и повышенным содержанием парафино-нафтеновых углеводородов (60-70%), каталитический крекинг которого даёт высокий выход бензина и минимальный - кокса. [1].

Продуктами каталитического крекинга являются: углеводородные газы, бензин, применяемый в качестве компонента для приготовления всех марок товарных бензинов, лёгкий газойль и кубовый остаток, используемый в качестве котельного топлива.

Гидрокрекинг - глубокое каталитическое превращение нефтяного сырья при высоком парциальном давлении водорода. Целью процесса гидрокрекинга является получение светлых нефтепродуктов. Тяжёлый остаток гидрокрекинга используем в качестве сырья каталитического крекинга. Газы С1-С2 отправляем в топливную сеть завода, С3-С4 - используем в качестве сырья для процесса пиролиза.

Для обеспечения выхода сырья для нефтехимии необходимо предусмотреть установку пиролиза. Сырьём установки пиролиза в соответствии с поточной схемой являются: газы С3-С4 с установок АВТ, гидрокрекинга, ГФУ, рафинат с экстракции фракции 70-140°С, н-C3H8 с установки получения ДИПЭ, фракции н.к.-180°С с установок гидроконверсии вакуумного газойля и гидроочистки ДТ, n-С4Н10 с алкилирования.

Для разделения газов С1-С4, которые образуются на установках каталитического крекинга и ART необходимо предусмотреть установку АГФУ. На ней происходит разделение газов на отдельные составляющие, которые будут использоваться в дальнейших процессах. После установки АГФУ образуются газы С1-С2, которые направляются в топливную сеть завода, также газы ∑С3 и ∑С4. Газы ∑С3 направляем на установку получения ДИПЭ, высокооктановой присадки к бензинам. Газы ∑С4 с установки АГФУ, объединяя с газом С4Н8 с установки пиролиза, отправляем на установку получения МТБЭ, который используется в качестве кислородсодержащей добавки, повышающей октановое число. Газы ∑С4 с установки получения МТБЭ отправляются на установку алкилирования, где получаем алкилат - высокооктановый компонент бензина. i-С4Н8 обладает высокой реакционной способностью, из-за которой он является нежелательным в сырье установки алкилирования. Поэтому схему получения МТБЭ располагают перед установкой алкилирования.

Сероводород, образовавшийся на установках гидроочистки ДТ, гидроконверсии ВГ, ART, гидрокрекинга и сероводород, выходящий с установки АГФУ, объединяем и совместно отправляем на установку получения серной кислоты.

3. ВЫБОР И ОБОСНОВАНИЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ УСТАНОВКИ ГИДРООЧИСТКИ

Данная технологическая установка гидроочистки дизельного топлива предназначена для получения экологически чистого топлива с содержанием серы не более 50ppm или 0,005% масс.

Технологическая схема выбрана на основе литературных данных [6, 7, 8, 9, 10].

Сырьём является прямогонная дизельная фракция с установки АВТ и фракция 180-360°C c установки ART.

Установка, предназначеная для гидроочистки ДТ включает следующие блоки: реакторный блок, состоящий из печи и одного реактора, сепарации газо-продуктовой смеси с выделением ВСГ, очистки ВСГ от сероводорода, компрессорную, стабилизации гидрогенизата. Процесс проводится в стационарном слое алюмокобальтмолибденового катализатора.

Сырьё нагревается в теплообменниках, после чего смешивается с ВСГ. Газо-продуктовая смесь направляется в трубчатую печь П-1, где нагревается до температуры реакции и поступает в реактор Р-1. После реактора газо-продуктовая смесь частично охлаждается в сырьевых теплообменниках (до температуры 210-230°С) и поступает в секцию горячей сепарации ВСГ, состоящей из сепараторов С-1 и С-2. ВСГ, выводимый из холодного сепаратора С-2, после очистки МЭА в абсорбере К-2 подается на циркуляцию. Гидрогенизаты горячего и холодного сепараторов смешиваются и направляются на стабилизационную колонну К-1, где из продукта удаляются углеводородные газы и отгон (бензин). Достоинством горячей сепарации является меньший расход как тепла, так и холода [7].

Технологические параметры прцесса: давление в реакторе 4 МПа, температура на входе в реактор 350°С, объёмная скорость подачи сырья 1,7 ч-1, глубина обессеривания 99,6% (масс.), кратность циркуляции водородсодержащего газа к сырью ϰ=200 нм3/м3 [6].

Стабилизация гидроочищенного дизельного топлива осуществляется в ректификационной колонне. Для поддержания теплового баланса колонны в её куб подаётся горячая струя, что позволяет отказаться от использования водяного пара в качестве испаряющего агента.

Получаемый бензин-отгон откачивается и направляется на установку пиролиза. Углеводородный газ направляется на установку ГФУ. Выделяемый сероводород при регенерации моноэтаноламина направляется на установку производства серной кислоты.

4. РАСЧЁТ МАТЕРИАЛЬНОГО БАЛАНСА УСТАНОВКИ ГИДРООЧИСТКИ ДИЗЕЛЬНОГО ТОПЛИВА

.1 Исходные данные для расчёта

. Производительность установки по сырью G=1828950,261 т/г.

2. Характеристика сырья: сырьём является прямогонная дизельная фракция 180-360 С с установки АВТ, содержание серы в которой 1,31% масс.(см. таблицу 1.5), а также фракция 180-360°С с установки ART, содержание серы 1,176% масс.(см. пункт 11.7). Плотность =845,3 кг/м3 [2]. Содержание непредельных углеводородов 10% (масс.) на сырьё [6].

. Целевым продуктом установки является экологически чистое дизельное топливо с содержанием серы 0,005%масс. или 50ppm.

. Гидроочистка проводится на алюмокобальтмолибденовом катализаторе, кратность циркуляции водородсодержащего газа к сырью ϰ=200 нм3/м3.

. Кинетические константы прцесса: К0=4,62∙106, Е=67040 кДж/моль, n=2 [6].

Водородсодержащий газ на установку гидроочистки подаётся с установки каталитического риформинга. Концентрация водорода в ВСГ колеблется от 70 до 85% (об.).

Расчёт проводим при помощи программы «Гидроочистка», составленной по заданию на курсовую работу по предмету «Применение ЭВМ в химической технологии», которая разработана на основе методики изложенной в [6].

4.2 Результаты расчёта программы «Гидроочистка»

Результаты расчёта представлены в таблице 4.1.

Таблица 4.1 - Материальный баланс установки гидроочистки ДТ

Продукты	% на сырьё	т/год	т/час
Пришло:
180-360°С (АВТ)	96,214	1760231,814	215,715
180-360°С (АRТ)	3,786	69264,740	8,488
ВСГ	2,220	40614,823	4,977
в т.ч. 100% водород	0,653	11946,612	1,464
Итого:	102,220	1870111,377

Получено:
С1-С4	2,187	40011,090	4,903
сероводород	1,381	25265,347	3,096
бензин	1,300	23783,455	2,915
ДТ	97,352	1781051,485	218,266
Итого:	102,220	1870111,377	229,180

5. РАСЧЁТ ТЕПЛООБМЕННИКОВ ПОДОГРЕВА СЫРЬЯ

.1 Определение температуры на выходе из теплообмееника

Для определения температуры необходимо составить тепловой баланс теплообменника.

Из реактора продуктовая смесь выходит при температуре 389°С. В теплообменнике она охлаждается до температуры 200°С. Сырьё поступает в теплообменник с температурой 30°С. Расход газо-продуктовой смеси из реактора 247179 кг/ч (табл. 6.2), расход сырья 224203 кг/ч (табл. 6.2).

Gc∙()=Gгпс∙(),

где Gc - расход сырья, кг/ч;гпс - расход газо-продуктовой смеси из реактора, кг/ч;

- энтальпия сырья при температуре t, кДж/кг;- температура сырьевого потока на выходе из реактора, °С;

- энтальпия сырья при температуре 30°С (на входе в теплообменник);

- энтальпия газо-продуктовой смеси при температуре 200°С (на выходе из теплообменника);

- энтальпия газо-продуктовой смеси при температуре 389°С (на входе в теплообменник).

Энтальпию сырья при температуре 30°С (на входе в теплообменник) рассчитываем по формуле:

=(0,0017∙Т2+0,762∙Т-334,25)/;

=57,19 кДж/кг.

Энтальпию газо-продуктовой смеси на выходе из реактора рассчитываем по формуле:

на выходе из теплообменника:

где х - массовые доли компонентов.

Энтальпию очищенного ДТ находим по формуле:

=(129,58+0,134∙Т+0,00059∙Т2)∙(4-)-308,99,

=1193,38 кДж/кг,

=714,84 кДж/кг.

Принимаем tср.м полученного бензина равной 95°С. Тогда найдём его молярную массу:

М=60+0,3∙tср.м.+0,001∙,

М=60+0,3∙95.+0,001∙(95)2=97,5 кг/кмоль.

По молярной массе находим относительную плотность бензиновой фракции:

=0,7083.

Тогда энтальпия бензина будет

=(129,58+0,134∙Т+0,00059∙Т2)∙(4-)-308,99,

=1260,66 кДж/кг,

=760,69 кДж/кг.

Принимаем состав сухого газа в масс. долях:

компонент	С1	С2	С3	С4
масс. доли	0,57	0,26	0,11	0,06
энтальпия, Дж/кг при 384°С при 200°С	1565 960	1440 860	1355 800	1270 715

Энтальпия сухого газа:

=1565∙0,57+1440∙0,26+1355∙0,11+1270∙0,06=1491,7 кДж/кг,

=960∙0,57+860∙0,26+800∙0,11+715∙0,06=901,7 кДж/кг.

Энтальпии циркулирующего ВСГ:

=2127,83 кДж/кг,

=1094 кДж/кг.

Энтальпии сероводорода:

=464,59 кДж/кг,

=215,37кДж/кг.

Находим энтальпию газо-продуктовой смеси на входе в теплообменник:

=464,59∙0,0125+1491,7∙0,0199+1260,66∙0,0118+2127,83∙0,0728+1193,38∙∙0,883=1259,03 кДж/кг,

на выходе из теплообменника:

=215,37∙0,0125+901,7∙0,0199+760,69∙0,0118+1094∙0,0728+714,84∙0,883==740,46 кДж/кг.

Из уравнения теплового баланса теплообменника находим энтальпию сырьевого потока на выходе из этого теплообменника:

кДж/кг.

Так как =(0,0017∙Т2+0,762∙Т-334,25)/, то можем найти температуру сырьевого потока на выходе из теплообменника: t=270°С.

5.2 Определение среднего температурного напора в теплообменнике

Средняя разность темперктур при противотоке равен [11]:

сырьё - 30 - 270

газо-продуктовая смесь - 389 - 200

∆t=359 ∆t=70

∆tПР=177°С (среднее значение найдено логарифмическим методом).

Для определения поправочного коэффициента для смешанного тока в теплообменнике с одним ходом по межтрубному пространству и двумя ходами по трубам находим коэффициенты P и R [11]:

Р=(tК-tН)/(tН′-tН),=(tН′-tК′)/(tК-tН),

где tК, tН - конечная и начальная температуры холодного теплоносителя, °С;Н′, tК′ - начальная и конечная температура горячего теплоносителя.

Тогда:

Р=(270-30)/(389-30)=0,67,=(389-200)/(270-30)=0,79.

По графику [11]: e=0,5.

Следовательно: ∆tср=89°С или 362К.

Определим количество тепла передаваемого в теплообменнике:

Q=GГПС∙(-)=247179 (1259,03-740,46)=35,61 МВт.

Коэффициент теплопередачи принимаем К=250 Вт/(м2∙К) [12].

Рассчитываем необходимую площадь теплообмена по формуле:

=Q/(K∙∆tср).

Следовательно:=35,61/(250∙89)=1600,45 м2.

Предварительно принимаем теплообменник кожухотрубчатый двухходовой, с диаметром кожуха D=1200 мм, трубами 20´2мм, площадью сечения трубного пространства Sт=0,135 м2, межтрубного пространства Sмт=0,028 м2, Fтеполобмена=514 м2, длина труб - 6 м [6].

Средняя плотность потока, идущего по трубам (сырьё) при средней температуре (270+30)/2=150°С:

Плотность потока, идущего по межтрубному пространству при средней температуре (389+200)/2=294,5°С равна: .

Следовательно, скорость движения потока в трубах равна:

ωт=GС/(Sт∙r)=224203/(0,135∙752,7)=0,61 м/с.

Скорость потока в межтрубном пространстве:

ωмт=GГПС/(Sмт∙r)=1,2 м/с

Скорость потока удовлетворяет условиям теплопередачи.

Необходимое количество теплообменников:

=Fобщ/Fтеплобмена=1600,45/514=3 шт.

6. РАСЧЁТ РЕАКТОРНОГО БЛОКА

.1 Материальный баланс реактора гидроочистки

В реактор поступает сырьё, свежий водородсодержащий газ и циркулирующий водородсодержащий газ (ЦВСГ). Состав ЦВСГ принят на основе данных [6] и представлен в таблице 6.1.

Таблица 6.1 - Состав циркулирующего ВСГ

Компонент	Водород	Метан	Этан	Пропан	Бутан
Массовая доля	0,192	0,427	0,201	0,103	0,077
Мольная доля	0,720	0,200	0,050	0,020	0,010

Средняя молярная масса ЦВСГ Мц равна:

кг.

Расход циркулирующего ВСГ, % масс. на 100 кг сырья:

где c=200 - кратность циркуляции ВСГ, нм3/м3;

rс=845,3 - плотность сырья, кг/м3.

кг.

На основе данных материального баланса гидроочистки (таблица 4.1) составляем материальный баланс реактора (таблица 6.2).

Таблица 6.2 - Материальный баланс реактора гидроочистки ДТ

Состав	%масс.	т/год	т/час
Пришло:
сырьё	100,000	1829496,554	224,203
свежий ВСГ	2,220	40614,823	4,977
циркулирующий ВСГ	8,028	146871,984	17,999
Итого:	110,248	2016983,361	247,179

Получено:
газ сухой	2,187	40011,090	4,903
сероводород	1,381	25265,347	3,096
бензин-отгон	1,300	23783,455	2,915
ДТ очищенное	97,352	1781051,485	218,266
циркулирующий ВСГ	8,028	146871,984	17,999
Итого:	110,248	2016983,361	247,179

.2 Тепловой баланс реактора

Уравнение теплового баланса реактора гидроочистки можно записать так:

+QЦ+QS+QГ.Н.=∑ QCМ.

где QC, QЦ - тепло, вносимое в реактор со свежим сырьём и ЦВСГ;, QГ.Н. - тепло, выделяемое при протекании реакций гидрогенолиза сернистых и гидрирования непредельных соединений;

∑ QCМ - тепло, отводимое из реактора реакционной смесью.

Средняя теплоёмкость реакционной смеси при гидроочистке незначительно изменяется в ходе процесса, поэтому тепловой баланс реактора можно записать в следующем виде:

G∙c∙t0+ΔS∙qS+ΔCН∙qН=G∙c∙t,=t0+(ΔS∙qS+ΔCН∙qН)/(G∙c).

где G - суммарное количествореакционной смеси, % (масс.);

с - средняя теплоёмкость реакционной смеси, кДж/(кг∙К);

ΔS, ΔCН - количество серы и непредельных, удалённых из сырья, % (масс.);, t0 - температура на выходе из реактора и при удалении серы ΔS, °С;, qН - тепловые эффекты гидрирования сернистых и непредельных соединений, кДж/кг.

Определим численные значения всех членов, входящих в уравнение.

. При оптимизации t0 учитывают следующие два фактора, действующих в противоположных направлениях: с повышением t0 уменьшается загрузка катализатора, которая требуется для достижения заданной глубины обессеривания ΔS, но, с другой стороны, увеличивается скорость дезактивации катализатора и, следовательно, увеличиваются затраты, связанные с более частыми регенерациями и большими днями простоя установки за календарный год. Минимум суммарных затрат определит оптимальное значение t0. Тогда: t0=350°С.

. Суммарное количество реакционной смеси на входе в реактор составляет 2016983,361 т/год (см. таблицу 6.2).

. Количество серы, удалённое из сырья, ΔS=1,3% (масс.). Глубину гидрирования непредельных углеводородов можно принять равной глубине обессеривания: ΔCН=CН∙0,996=10∙0,996=9,96% (масс.).

. Количество тепла, выделяемое при гидрогенолизе сернистых соединений (на 100 кг сырья) при заданной глубине обессеривания, равной 0,996, составит :

=∑ qSi∙gSi,

где qSi - тепловые эффекты гидрогенолиза отднльных сероорганических соединений, кДж/кг [6];- количество разложенных сероорганических соединений, кг (при расчёте на 100 кг сырья оно численно равно содержанию отдельных сероорганических соединений в % масс.).

Таким образом:=0,32625∙2100+0,32625∙3810+0,32625∙5060+0,32125∙8700=6373,838 кДж.

. Количество тепла, выделяемое при гидрировании непредельных углеводородов, равно 126000 кДж/моль [6]. Тогда:

Н=ΔCН∙qН/М=9,96∙126000/202,7=6191,219 кДж.

. Среднюю теплоёмкость ЦВСГ находим на основании данных по теплоёмкости отдельных компонентов [6], таблица 6.3:

Таблица 6.3 - Теплоёмкость индивидуальных компонентов

Теплоёмкость	Н2	СН4	С2Н6	С3Н8	С4Н10
сР, кДж/(кг∙К)	14,57	3,35	3,29	3,23	3,18

Теплоёмкость ЦВСГ можно найти по формуле:

сЦ=∑ сРi∙yi,

где сРi - теплоёмкость отдельных компонентов с учётом поправок на температуру и давление, кДж/(кг∙К);- массовая доля каждого компонента в циркулирующем газе.

Тогда:

сЦ=14,57∙0,192+3,35∙0,427+3,29∙0,201+3,23∙0,103+3,18∙0,077=5,47 кДж/(кг∙К).

7. Энтальпию паров сырья при 350°С определяем по графику Приложения 4 [6]: I350=1050 кДж/кг.

Поправку на давление находим по значениям приведённых температуры и давления.

Абсолютная критическая температура сырья определяется с использованием графика [6]: ТКР=723 К.

Приведённая температура равна ТПР=350+273/723=0,862.

Критическое давление сырья вычисляем по формуле:

РКР=0,1∙К∙ТКР/МС=0,1∙11,736∙723/202,7=4,186 МПа.

где К=(1,216∙)/d1515=(1,216∙)/0,8453=11,736.

Тогда: РПР=Р/РКР=4/4,186=0,956.

Для найденных значений ТПР и РПР [6]:

ΔI∙M/ТКР=33;

ΔI=(723∙33)/202,7=117,705 кДж/кг.

Энтальпия сырья с поправкой на давление равна: I350=1050-117,705=932,295 кДж/кг.

Теплоёмкость сырья с поправкой на давление равна: сС=932,295/350=2,664 кДж/(кг∙К).

. Средняя теплоёмкость реакционной смеси сотавляет:

с=(сС∙100+сЦ∙10,248)/110,248=(2,664∙100+5,47∙10,248)/110,248=2,925 кДж/(кг∙К).

Подставив найденные величины в уравнение, находим температуру на выходе из реактора t:=350+(6191,219+6373,838)/(110,248∙2,925)=389 К.

6.3 Расчёт объёма катализатора в реакторе

Для расчёта объёма катализатора в реакторе используем формулу [6]:

=G′/ω,

где VK - объём катализатора в реакторе, м3;′ - подача сырья в реактор, м3/ч;

ω - объёмная скорость подачи сырья, ч-1.

Объёмную скорость подачи сырья принимаем равной 1,7 ч-1.

Значение G′ находим из соотношнния [6]:

′=G/ρ,

где G - массовый расход сырья, кг/ч;

ρ - плотность сырья, кг/м3.

Тогда:′=224203/845,3=265,23 м3/ч.

По известным данным находим объём катализатора:=265,23/1,7=156 м3.

.4 Расчёт геометрических размеров реактора

Принимаем соотношение высоты реактора к диаметру 4:1 или Н=4∙D. Реактор цилиндрический с аксиальным вводом сырья.

=π∙D2∙H/4=π∙D3.

Диаметр реактора равен:

D=(VК/π)1/3=(156/3,14)1/3=3,7 м.

Высота слоя катализатора составляет H=4∙D=4∙3,7=14,8 м.

Таким образом, окончательно принимаем рассчитанные выше параметры процесса:

температура входа газо-сырьевой смеси - 350°С;

температура выхода газо-продуктовой смеси - 389°С;

давление подачи сырья в реактор - 4 МПа;

кратность циркуляции ВСГ - 200нм3/м3;

глубина обессеривания -99,6% (масс.);

объёмная скорость подачи сырья - 1,7 ч-1;

концентрация водорода в свежем ВСГ - 85% (об.);

концентрация водорода в циркулирующем ВСГ - 72% (об.);

объём катализатора в реакторе - 156 м3.

7. РАСЧЁТ СЕПАРАТОРОВ

Для отделения гидрогенизата от ВСГ на установке предусмотрена сепарация газо-продуктовой смеси.

.1 Расчёт горячего сепаратора С-1

Принимаем горячую сепарацию. Параметры первого горячего сепаратора высокого давления представляют собой такие значения: t=200°С, давление составляет р=2600 кПа. Состав газо-продуктовой смеси принят на основании таблицы 6.2, состав ЦВСГ принят согласно таблицы 6.1. Расчёт производим спомощью программы «Oil». Исходные данные представлены в таблице 7.1.

Таблица 7.1 - Состав газо-продуктовой смеси

Продукты	кг/ч
водород	3455
сероводород	3096
метан	10479
этан	4895
пропан	2394
бутан	1679
бензин-отгон	2915
ДТ очищенное	218266
Итого:	247179

Результаты расчёта представлены в таблицах 7.2 и 7.3.

Иcxoдныe дaнныe:д нeфти или фpaкции G= 247179 Kг/чac

Дaвлeниe пpи oднoкpaктнoм иcпapeнии P= 2600 KПaмпepaтуpa oднoкpaтнoгo иcпapeния T= 200 ^Cзультaты pacчeтa:вaя дoля oтгoнa пapoв e1= .1242972761392593льнaя дoля oтгoнa пapoв e= .6896399855613708лeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 64.555908203125лeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 182.1454772949219лeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 11.63523483276367

На основании расчётов определяем размеры первого сепаратора. Принимаем, что сепаратор горизонтальный.

Определим свободное сечение сепаратора:

где F - свободное сечение сепаратора для прохода паровой фазы, м2;- расход паровой фазы через сепаратор, м3/с;- допустимая скорость паров в свободном сечении сепаратора, м/с.

Свободное сечение сепаратора позволяет определить диаметр и длину сепаратора по формуле:

где d - диаметр сепаратора, м;

Н - длина сепаратора, м.

Допустимая скорость паров в свободном сечении сепаратора определяется по формуле С. Н. Обрядчикова и П. А. Хохрякова [11]:

где - плотность жидкости при данных условиях, кг/м3;

- плотность газа при данных условиях, кг/м3.

м/с.

где Gп - расход паровой фазы, кг/ч.

м3/с.

Тогда:

м2.

Принимаем длину сепаратора равной: Н=4∙d [4].

Тогда диаметр сепаратора будет равен:

;

м.

Выбираем стандартную обечайку d=1,0 м, тогда Н=4 м.

.2 Расчёт холодного сепаратора С-2

В сепараторе С-2 выделяется циркулирующий ВСГ. Параметры холодного сепаратора: t=40°С и давление составляет р=2400 кПа. Расчёт производим с помощью программы «Oil». Сырьём этого сепаратора является паровая фаза из сепаратора С-1. Её состав принят на основании таблицы 7.3.

Результаты расчёта представлены в таблицах 7.5 и 7.6.

Иcxoдныe дaнныe:д нeфти или фpaкции G= 30723.671875 Kг/чac

Дaвлeниe пpи oднoкpaктнoм иcпapeнии P= 2400 KПaмпepaтуpa oднoкpaтнoгo иcпapeния T= 40 ^Cзультaты pacчeтa:вaя дoля oтгoнa пapoв e1= .7791038155555725льнaя дoля oтгoнa пapoв e= .9778401255607605лeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 11.63536834716797лeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 115.9591293334961лeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 9.270566940307617

Свободное сечение сепаратора позволяет определить диаметр и длину сепаратора по формуле:

Допустимая скорость паров в свободном сечении сепаратора:

;

м/с.

;

м3/с.

Тогда:

м2.

Принимаем длину сепаратора равной: Н=4∙d [4]. Тогда диаметр сепаратора будет равен:

;

м.

Выбираем стандартную обечайку: d=0,8 м, тогда Н=3,2 м.

8. РАСЧЁТ ФРАКЦИОНИРУЮЩЕЙ КОЛОННЫ

Для колонны принимаем клапанные прямоточные тарелки: 10 в отгонной части и 12 в укрепляющей, кратность орошения 3:1. Расход сырья 223242,1592 кг/ч (сырьём колонны является жидкая фаза "горячего" и "холодного" сепараторов). Расстояние между тарелками 500 мм.

.1 Расчёт доли отгона на входе в колонну

Для расчёта доли отгона на входе в колонну используем программу «Oil». Результаты расчёта представлены в таблицах 8.1 и 8.2.

Иcxoдныe дaнныe:д нeфти или фpaкции G= 223242.15625 Kг/чac

8.2 Расчёт доли отгона в ёмкости орошения колонны

С помощью программы «Oil» найдём долю отгона в ёмкости орошения фракционирующей колонны. Результаты расчёта представлены в таблицах 8.5 и 8.6.

Иcxoдныe дaнныe:д нeфти или фpaкции G= 4986.56005859375 Kг/чacд вoдянoгo пapa Z= 0 Kг/чac

Плoтнocть ocтaткa P19= 980 Kг/M^3

Дaвлeниe пpи oднoкpaктнoм иcпapeнии P= 200 KПaмпepaтуpa oднoкpaтнoгo иcпapeния T= 35 ^Cзультaты pacчeтa:вaя дoля oтгoнa пapoв e1= .6278173327445984льнaя дoля oтгoнa пapoв e= .8946100473403931лeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 29.31504440307617лeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 103.525032043457лeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 20.5726432800293

.3 Расчёт температуры вверху колонны

Верхний продукт колонны в ёмкости орошения находится в парожидкостном состоянии. Следовательно, состав орошения, подаваемого наверх колонны, отличается от состава дистиллята, что необходимо учитывать в расчёте температуры верха колонны. В таблице 8.8 приведён состав паров дистиллята с учётом орошения. Молярные расходы дистиллята и орошения взяты из расчёта «Oil» в ёмкости орошения стабилизационной колонны.

Таблица 8.8 - Состав паров дистиллята с учётом орошения

Компонент	Молярный расход дистиллята, кмоль/час	Молярный расход орошения, кмоль/час	Молярный расход орошения с учётом кратности, кмоль/час	Суммарный расход паров, кмоль/час	Состав паров, мольн. доли
водород	64,1821	0.0725	0,2175	64,3996	0,2877
метан	34,5607	0.0796	0,2388	34,7995	0,1554
этан	16,0883	0.1282	0,3846	16,4729	0,0736
Н2S	12,3374	0.1813	0,5439	12,8813	0,0575
пропан	9,2464	0.2001	0,6003	9,8467	0,0440
бутан	8,7299	0.5578	1,6734	10,4033	0,0465
28-62°С	5,1658	1.2709	3,8127	8,9785	0,0401
62-85°С	4,1030	1.9486	5,8458	9,9488	0,0444
85-105°С	3,6683	2.4696	7,4088	11,0771	0,0495
105-140°С	6,0728	5.2442	15,7326	21,8054	0,0974
140-180°С	5,9478	5.7744	17,3232	23,2710	0,1039
Итого:	170,1025	17.9272	53,7816	223,8841	1,0000

Температура вверху колонны определяется по уравнению изотермы паровой фазы [13]:

где - молярная доля i-того компонента в смеси углеводородов, включая орошение;- константа фазового равновесия i-того компонента, определяется по формуле:

где pi - давление насыщенных паров i-того компонента;- давление в колонне.

Давление насыщенных паров компонентов определяем по формуле Ашворта:

где pHI - давление насыщенных паров при температуре Т, Па;

Т0 - средняя температура кипения фракции при атмосферном давлении, К.

Функция температур f(Т) и f(Т0) выражается уравнением:

Давление вверху колонны с учётом гидравлического сопротивления тарелок равно р=250-0,75∙12=241 кПа.

Расчёт производится с помощью программы «EXCEL». Ход расчёта представлен в виде таблицы 8.9:

Таблица 8.9 - Определение температуры вверху колонны

Компонент	Ткип, °С	f(Т)	y′	K	y′/K
водород	-252,8	56,72669	0,2877	113,0135	0,002546
метан	-161,8	30,77651	0,1554	71,42153	0,002176
этан	-90	17,2348	0,0736	32,47586	0,002266
Н2S	46	7,311351	0,0575	2,86609	0,020062
пропан	-42	12,28407	0,0440	15,78182	0,002788
бутан	-6	9,792114	0,0465	8,330301	0,005582
28-62°С	45	7,34999	0,0401	2,930141	0,013685
62-85°С	73,5	6,354731	0,0444	1,523837	0,029137
85-105°С	95	5,728382	0,0495	0,90117	0,0549929
105-140°С	122,5	5,049809	0,0974	0,443498	0,219618
140-180°С	160	4,296857	0,1039	0,160509	0,647315
Итого:			1,0000		1,000103

За температуру верха примем температуру, равную Тверх=125°С. f(Т)=5,003865.

.4 Определение температуры низа колонны

Температура внизу колонны определяется аналогично температуре вверху колонны по изотерме жидкой фазы [13]:

где ki - константа фазового равновесия i-того компонента в остатке колонны;

- молярная доля i-того компонента в остатке.

Давление внизу колонны:=250+0,75∙10=258 кПа.

Расчёт температуры внизу колонны приведён в таблице 8.10:

Таблица 8.10 - Определение температуры внизу колонны

Компо-нент	Ткип, °С	f(Т)	x′	K	x′∙K
180-210°С	195	3,730188	0,222454	2,439565	0,542691
210-310°С	260	2,923783	0,564689	0,750238	0,423651
310-360°С	335	2,259177	0,212857	0,158265	0,033688
Итого:			1,000000		1,00003

За температуру низа примем температуру, равную Тниз=292°С. f(Т)=2,609395.

.5 Расчёт теплового баланса колонны

Согласно уравнению теплового баланса, Qприход=Qуход, где приход теплоты Qприход равен сумме теплоты, приходящей с сырьевым потоком, теплоты, вносимой орошением и горячей струёй. Расход теплоты Qуход равен сумме теплот, уходящих с верхним и нижним продуктами.

. Теплота, вносимая сырьевым потоком:

=Gc∙[e∙H240п+(1-е)∙Н240ж]/3600,

где Gc - расход сырья на входе в колонну, кг/ч;

е - доля отгона паровой фазы;п и Н240ж - энтальпии паровой и жидкой фаз при температуре ввода в колонну.

п=b∙(4-r1515)-308,99,

где b=(129,58+0,134∙Т+0,00059∙Т2);

r1515 - относительная плотность нефтепродукта рассчитывается по преобразованной формуле Крэга [13]:

r1515=1,03∙М/(44,29+М),

где М - молярная масса паровой фазы на входе в колонну.

r1515=1,03∙77/(44,29+77)=0,6539.п=353,71∙(4-0,6539)-308,99=874,6 кДж/кг.

Н240ж=а/(r1515)0,5,

где а=(0,0017∙Т2+0,762∙Т-334,25);

r1515 - относительная плотность нефтепродукта, рассчитывается по преобразованной формуле Крэга [13]:

r1515=1,03∙М/(44,29+М),

где М - молярная масса жидкой фазы на входе в колонну.

r1515=1,03∙203/(44,29+203)=0,8455.

Н240ж=503/(0,8455)0,5=547,0 кДж/кг.=223242,15625∙[0,0813∙874,6+(1-0,0813)∙547,0]/3600=35572,0 кВт.

. Теплота, вносимая орошением:=Gорошения∙Н35ж/3600,

где Gорошения - расход орошения с учётом кратности, кг/ч;

Н35ж - энтальпия орошения при температуре 35°С.

Н35ж=а/(r1515)0,5,

где а=(0,0017∙Т2+0,762∙Т-334,25);

r1515 - относительная плотность нефтепродукта расчитывается по преобразованной формуле Крэга [13]:

r1515=1,03∙М/(44,29+М),

где М - молярная масса орошения.

r1515=1,03∙104/(44,29+104)=0,7224.

Н35ж=61,21/(0,7224)0,5=72,0 кДж/кг.=(1855,9109∙3∙72,0)/3600=111,4 кВт.

. Теплота, уходящая с верхним продуктом:ух 1=(Gдист.+Gор.)∙Н125п/3600,

где Gдист. - расход дистиллята, кг/ч;

Н125п - энтальпия паровой фазы при температуре верха колонны.п=b∙(4-r1515)-308,99,

где b=(129,58+0,134∙Т+0,00059∙Т2);

r1515 - относительная плотность нефтепродукта рассчитывается по преобразованной формуле Крэга [13]:

r1515=1,03∙М/(44,29+М).

r1515=1,03∙29,3/(44,29+29,3)=0,4101.п=276,62∙(4-0,4101)-308,99=684,0 кДж/кг.ух 1=(Gдист.+Gор.)∙Н125п/3600=(4986,5601+1855,9109∙3)∙684,0/3600=1300,1 кВт.

. Теплота, уходящая с фракцией 180-360°С:ух 2=Gфр.∙Н292ж/3600,

где Gфр. - расход фракции 180-360°С, кг/ч;

Н292ж - энтальпия жидкой фазы при температуре куба колонны.

Н292ж=а/(r1515)0,5,

где а=(0,0017∙Т2+0,762∙Т-334,25);

r1515 - относительная плотность нефтепродукта расчитывается по формуле [13]:

r1515=r420+5α=0,8453+0,00356=0,84886.

Н292ж=637,77/(0,84886)0,5=692,2 кДж/кг.ух 2=218255,5938.∙692,2/3600=41965,7 кВт.

. По дебалансу теплоты определяем количество теплоты, подводимой «горячей струёй».приход=35572,0+111,4=35683,4 кВт.уход=1300,1+41965,7=43265,8 кВт.уход-Qприход=43265,8-35683,4=7582,4 кВт.

С помощью программы «Oil» расчитаем долю отгона паров в печи:

Иcxoдныe дaнныe:д нeфти или фpaкции G= 218255.59375 Kг/чac

Дaвлeниe пpи oднoкpaктнoм иcпapeнии P= 258 KПaмпepaтуpa oднoкpaтнoгo иcпapeния T= 315 ^Cзультaты pacчeтa:вaя дoля oтгoнa пapoв e1= .5922557711601257льнaя дoля oтгoнa пapoв e= .6275001168251038лeкуляpнaя мacca иcxoднoй cмecи Mi= 202.6910400390625лeкуляpнaя мacca жидкoй фaзы Ml= 221.8687286376953лeкуляpнaя мacca пapoвoй фaзы Mp= 191.306640625

Q3=G∙[e∙H315п+(1-е)∙Н315ж]/3600,

где G - расход «горячей струи», кг/ч;

е - доля отгона паровой фазы;п и Н315ж - энтальпии паровой и жидкой фаз.п=b∙(4-r1515)-308,99,

где b=(129,58+0,134∙Т+0,00059∙Т2);

r1515 - относительная плотность нефтепродукта рассчитывается по преобразованной формуле Крэга [13]:

r1515=1,03∙М/(44,29+М).

r1515=1,03∙191/(44,29+191)=0,8361.п=412,415∙(4-0,8361)-308,99=995,8 кДж/кг.

Н315ж=а/(r1515)0,5,

где а=(0,0017∙Т2+0,762∙Т-334,25);

r1515 - относительная плотность нефтепродукта, рассчитывается по преобразованной формуле Крэга [13]:

r1515=1,03∙М/(44,29+М).

r1515=1,03∙222/(44,29+222)=0,8587.

Н315ж=700,315/(0,8587)0,5=755,7 кДж/кг.=Q3·3600/[e∙H315п+(1-е)∙Н315ж]=7582,4·3600/[0,59∙995,8+(1-0,59)∙755,7]=

=30418,9 кг/ч.

Рассчитанный расход «горячей струи» обеспечивает поддержание необходимого температурного режима в колонне стабилизации.

Результаты расчета сведем в таблицу 8.11.

Таблица 8.11 Тепловой баланс фракционирующей колонны

Приход, Q кВт		Расход, Q кВт
Сырьё	35572,0	Верхний продукт	1300,1
Орошение	111,4	Фракция 180-360°С	41965,7
Пары из печи	7582,4
Итого:	43256,8	Итого:	43265,8

.6 Расчёт диаметра колонны

Молярный расход паров в зоне ввода сырья (берём из расчёта доли отгона на входе в колонну стабилизации):ввод=235,7437/3600=0,065 кмоль/с.

Молярный расход паров вверху колонны (берём из таблицы 8.8):верх=223,8841/3600=0,062 кмоль/с.

Молярный расход паров внизу колонны:низ=30418,9/(191∙3600)=0,044 кмоль/с,

где 30418,9 - расход горячей струи, кг/ч;

- молярная масса, берём из расчёта доли отгона с помощью программы «Oil» в печи.

Объёмный расход паров в зоне ввода сырья:

м3/с.

Объёмный расход паров внизу колонны:

м3/с.

Объёмный расход паров вверху колонны:

м3/с.

Расчёт диаметра нижней части колонны.

Допустимая линейная скорость в свободном сечении колонны рассчитывается по формуле Саундерса и Брауна [11]:

=0,6 м/с.

где С=900 - коэффициент по [11];

ρП - плотность паров в нижей части колонны:

ρП===10,56 кг/м3 (где VП - объёмный расход паров внизу колонны, м3/с; 30418,9 - расход «горячей струи», кг/ч);

ρж - средняя плотность жидкости в нижней части колонны при средней температуре в нижней части колонны: (240+292)/2=266°С. Рассчитаем её:

ρ1515=(0,8455+0,84886)/2=0,84718,

ρ4266=ρ1515-5α-α∙(266-20)=0,84718-0,00356-0,000712∙(266-20)=0,6685.

Площадь рабочего сечения тарелки: S=VП/w=0,80/0,6=1,33 м2.

Диаметр колонны: D=1,13∙=1,3 м.

Ближайший стандартный диаметр: D=1400 мм.

Расчёт диаметра верхней части колонны.

Допустимая линейная скорость в свободном сечении колонны рассчитывается по формуле Саундерса и Брауна [11]:

=0,96 м/с.

где С=900 - коэффициент;

ρП - плотность паров в верхней части колонны:

ρП===2,14 кг/м3 (где 0,062 - молярный расход паров вверху колонны, кмоль/с; 0,85 - объёмный расход паров вверху колонны, м3/с; 29,3 - молярная масса);

ρж - средняя плотность жидкости в верхней части колонны при средней температуре в верхней части колонны: (250+125)/2=187,5°С. Расчитаем её: ρ1515=(0,8455+0,7224)/2=0,7840.

ρ4187,5=ρ1515-5α-α∙(187,5-20)=0,7840-0,00396-0,000792∙(187,5-20)=0,6474.

Площадь рабочего сечения тарелки:=VП/w=0,85/0,96=0,89 м2.

Диаметр колонны:=1,13∙=1,07 м.

Ближайший стандартный диаметр: D=1200 мм.

8.7 Расчёт высоты колонны

. Высота тарельчатой части колонны:

Н1=НТ∙(nТ-1)=0,5∙(22-1)=10,5 м,

где НТ - расстояние между тарелками, м;Т - число тарелок.

. Высота верхней части колонны принимается равной (0,5…1)D, принимаем НВ=1 м.

. Высоту эвапорационного пространства в месте ввода сырья и конического перехода принимаем равной НЭ=2 м.

. Высота эвапорационного пространства внизу колонны НЭН=1,5 м.

. Высота куба колонны составляет: НК=3 м.

. Высоту юбки принимаем равной: НЮ=3 м.

Общая высота колонны: 10,5+1+2+1,5+3+3=21 м.

9. РАСЧЁТ ПОЛЕЗНОЙ ТЕПЛОВОЙ НАГРУЗКИ ТРУБЧАТОЙ ПЕЧИ

Для расчёта примем печь подогрева горячей струи во фракционирующей колонне. Исходные данные: расход 30418,9 кг/ч, температура на входе в печь 292°С, температура на выходе из печи 315°С, доля отгона е=0,59.

Полезную тепловую нагрузку печи определяем по формуле [11]:

где Gс - расход сырья, кг/ч;

е - массовая доля отгона сырья на выходе из печи;

- энтальпия жидкой и паровой фаз сырья при температурах на входе (t1) и выходе (t2) из печи, кДж/ч.

Значения энтальпий берем из пункта 8.

Н292ж=692,2 кДж/кг.г.с.=H315п·eг.с.+H315ж·(1-eг.с.)=995,8·0,59+755,7·(1-0,59)=897,359 кДж/кг.с=30418,9 кг/ч.

Находим полезную тепловую нагрузку печи

1733,5 кВт.

10. РАСЧЁТ ПРОДУКТОВЫХ ХОЛОДИЛЬНИКОВ

Продуктовым холодильником дизельного топлива является аппарат воздушного охлаждения (АВО). Определим исходные данные для расчёта: массовый расход дизельного топлива Gдт=218255,5964 кг/ч; температура на входе в АВО tн=150°С, на выходе - tк=40°С; плотность дизельного топлива ; начальная температура воздуха t1=25°С, конечная t2=60°С; коэффициент теплопередачи для поверхности К=40 Вт/(м2×К).

Среднелогарифмическая разность температур охлаждаемого продукта и воздуха:

н=90°С tк=40°С=60°С t1=25°C

Dtб=30°С Dtм=15°С

°С.

Поверхность теплообмена холодильника находим по формуле:

м2.

Примем трехсекционный аппарат типа АВГ [14] с площадью поверхности одной секции теплообмена 1263 м2, длинной труб 8 м и диаметром 0,042 м, число труб - 172.

Необходимое количество аппаратов воздушного охлаждения:=7509/1263=6

Расход воздуха для одного аппарата (Gв) определяем из теплового баланса аппарата [11]: Gб∙(H90-H40)=Gв∙(Ср∙t2-Cp∙t1).

Следовательно:

=Gв∙(Ср∙t2-Cp∙t1).

Значения теплоемкости воздуха при температурах t1 и t2 находим по таблице [11].

Тогда:

=666438,8 кг/ч.

Плотность воздуха равна [11]:

кг/м3

где 1,293 - плотность воздуха при нормальных условиях, кг/м3.

Объёмный расход воздуха в 1 секунду:

м3/сек.

Зная объём расходуемого воздуха, по каталогу подбираем вентилятор. В результате принимаем вентилятор с углом лопастей 30° и мощностью привода 25 кВт [14].

11. РАСЧЁТ МАТЕРИАЛЬНОГО БАЛАНСА УСТАНОВОК И БЛОКА В ЦЕЛОМ

Поскольку установить величину потерь для каждой установки сложно, то примем эту величину для всего блока равной 0,8% масс. на нефть. Потери на остальных установках не будут учитываться. Тогда расход нефти будет: 6000000-6000000∙0,008=5952000 т/г.

.1 Расчёт материального баланса установки АВТ

Для расчёта материального баланса всех установок и топливно-химического блока в целом принимаем количество рабочих суток в году с учётом ремонта равным 340 дням.

Расчёт материального баланса установки АВТ-6 производим на основании потенциального содержания фракций в нефти и согласно таблиц 1.3-1.6.

Результаты расчёта материального баланса установки АВТ-6 представлен в таблице 11.1.

Таблица 11.1 - Материальный баланс установки АВТ-6

Продукты	% на нефть	т/год	т/час
Пришло:
нефть	100,000	5952000,00	729,412

Получено:
С1-С2	0,206	12261,12	1,502
С3-С4	2,494	148442,88	18,192
н.к.-70°С	4,131	245877,12	30,132
70-180°С	15,848	943272,96	115,597
180-360°С	29,565	1759708,8	215,651
360-570°С	33,086	1969278,72	241,333
>570°С	14,670	873158,40	107,005
Итого:	100,000	5952000,00	729,412

11.2 Расчёт материального баланса установки изомеризации

Сырьём данной установки является фракция н.к.-70°С с установки АВТ. Её расход принимается на основании таблицы 11.1. Расход 100 процентного водорода на реакцию составляет 0,3% масс. на сырьё. Результаты расчёта материального баланса установки изомеризации представлен в таблице 11.2.

Таблица 11.2 - Материальный баланс установки изомеризации

Продукты	% на сырьё	т/год	т/час
Пришло:
н.к.-70°С	100,000	245877,120	30,132
ВСГ	1,650	4056,972	0,497
водород	0,300	737,631	0,090
Итого:	101,650	249934,092	30,629

Получено:
Продукты	% на сырьё	т/год	т/час
изомеризат	99,500	244647,734	29,981
газы (С1-С4)	2,150	5286,358	0,648
Итого:	101,650	249934,092	30,629

.3 Расчёт материального баланса битумной установки

Сырьём битумной установки является гудрон (>570°С) с установки АВТ. На битумную установку отправляем 7,335% масс. на нефть гудрона. На установке получаем битум марки БНД-60/90 [6] Результаты расчёта материального баланса битумной установки представлены в таблице 11.3.

Таблица 11.3 - Материальный баланс битумной установки

Продукты	% на сырьё	т/год	т/час
Пришло:
гудрон	100,000	436579,200	53,502

Получено:
битум	97,000	423481,824	51,897
газы	2,400	10477,901	1,284
чёрный соляр	0,600	2619,475	0,321
Итого:	100,000	436579,200	53,502

.4 Расчёт материального баланса установки каталитического риформинга

Согласно пункту 2 (обоснование поточной схемы глубокой переработки нефти) сырьём установки являются фракции: 70-180°С с установки АВТ и 70-180°С с установки ART. Расход принимается на основании таблиц 11.1 и 11.7. Расчёт материального баланса установки каталитического риформинга представлен в таблице 11.4.

Таблица 11.4 - Материальный баланс установки каталитического риформинга

Продукты	% на сырьё	т/год	т/час
Пришло:
70-180°С (с АВТ)	97,186	943272,960	115,597
70-180°С (с АRT)	2,814	27312,395	3,347
Итого:	100,000	970585,355	118,944

Получено:
С1-С4	8,000	77646,829	9,516
н.к.-70°С	23,459	227689,618	27,903
70-140°С	39,099	379489,168	46,506
140-180°С	22,342	216848,180	26,574
ВСГ	7,100	68911,560	8,445
Итого:	100,000	970585,355	118,944

11.5 Расчёт материального баланса установки каталитического крекинга

Сырьём установки каталитического крекинга согласно поточной схеме является фракция 360-570°С с АВТ и остаток, идущий с установки гидрокрекинга ВГ. Согласно пункту 2 на установку кат. крекинга отправляем 16,543% масс. на нефть фракции 360-570°С. Расчёт материального баланса установки каталитического крекинга представлен в таблице 11.5.

Таблица 11.5 - Материальный баланс установки каталитического крекинга

Продукты	% на сырьё	т/год	т/час
Пришло:
360-570°С (с установки гидроконверсии ВГ)	66,55	568136,911	69,625
>360°С (с установки гидрокрекинга ВГ)	33,45	285545,414	34,993
Итого:	100,00	853682,325	104,618
Получено:

газы (С1-С4)	16,00	136589,172	16,739
тяжёлый бензин	14,51	123869,305	15,180
лёгкий бензин	37,99	324313,915	39,744
легкий газойль	16,80	143418,631	17,576
тяжёлый газойль	9,60	81953,503	10,043
кокс	5,10	43537,799	5,336
Итого:	100,00	853682,325	104,618

.6 Расчёт материального баланса установки гидрокрекинга

Сырьём установки гидрокрекинга согласно поточной схеме является фракция 360-570°С с АВТ. На установку гидрокрекинга отправляем 16,543% масс. на нефть фракции 360-570°С. Результаты расчёта приведены ниже.

Таблица 11.6 - Материальный баланс установки гидрокрекинга

Продукты	% на сырьё	т/год	т/час
Пришло:
360-570°C	100,000	984639,360	120,666
водород	2,500	24615,984	3,017
Итого:	102,500	1009255,344	123,683

Получено:
сероводород	2,200	21662,066	2,655
С1-С2	3,500	34462,378	4,223
С3-С4	6,800	66955,477	8,205
бензин	14,500	142772,707	17,497
ДТ	46,500	457857,302	56,110
тяжёлый газойль	29,000	285545,414	34,993
Итого:	102,500	1009255,344	123,683

.7 Материальный баланс установки ART

Сырьем установки ART, согласно поточной схеме, является гудрон (>570°С) с установки АВТ. На установку ART отправляем 7,335% масс. на нефть гудрона.

Выходы продуктов в процессе ART рассчитываем по формулам [4]:

выход сероводорода, % масс.: H2S=0,12∙SC;

выход сухого газа (С1-С2), % масс.: GC=0,44∙[6,4+(0,982-PC)∙11,8];

выход сжиженного газа (С3-С4), % масс.: GPL=0,56∙[6,4+(0,982-PC)∙11,8];

выход бензина (н.к.-180°С), % масс.: GB=100-GC-GPL-LGO-HGO-K;

выход легкого газойля (180-360°С), % масс.: LGO=0,23∙[70+(0,982-PC)∙11,4];

выход тяжелого газойля (>360°С), % масс.: HGO=0,786∙[70-(0,982-PC)∙11,4];

выход кокса (сжигаемый), % масс.: K=0,8∙KK,

где SC - содержание серы в сырье, % масс.;- относительная плотность сырья при 20°С;- коксуемость сырья, % масс.

Содержание серы в полученных продуктах процесса ART составляет:

в бензине, % масс.: SB≈0,1∙SC;

в легком газойле, % масс.: SLG≈0,3∙SC;

в тяжелом газойле, % масс.: SHG≈SC.

На основании таблицы 1.7 рассчитаем:S=0,12∙3,92=0,470% масс;=0,44∙[6,4+(0,982-1,0734)∙11,8]=2,341% масс;=0,56∙[6,4+(0,982-1,0734)∙11,8]=2,980% масс;=100-2,341-2,980-15,860-54,201-15,504-0,47=8,644% масс;=0,23∙[70+(0,982-1,0734)∙11,4]=15,860% масс;=0,786∙[70+(0,982-1,0734)∙11,4]=54,201% масс;=0,8∙19,38=15,504% масс;≈0,1∙3,92=0,392% масс;≈0,3∙3,92=1,176% масс;≈S3,92% масс.

На основании полученных результатов составляем таблицу материального баланса установки ART.

Таблица 11.7 - Материальный баланс установки ART

Продукты

% на сырьё

т/г

т/ч

Пришло:

гудрон

100,000

436579,200

53,502

Получено:

сероводород

0,470

2051,922

0,251

С1 - С2

2,341

10220,320

1,253

С3 - С4

2,980

13010,060

1,594

н.к.-70°С

2,388

10425,511

1,278

70-180°С

6,256

27312,395

3,347

легкий газойль

15,860

69241,461

8,485

Продукты

% на сырьё

т/г

т/ч

тяжелый газойль

54,201

236630,292

28,999

кокс

15,504

67687,239

8,295

Итого:

100,000

436579,200

53,502

На установку АГФУ, согласно поточной схеме НПЗ, поступают газы С1-С4 с установки каталитического крекинга и с установки ART. Назначением этой установки является разделение газов на отдельные компоненты путём адсорбции. Конкретные значения количества отдельных компонентов в этих газах принимаем из таблиц 11.5 и 11.7.

Результаты расчёта материального баланса установки АГФУ представлены в таблице 11.8.

Таблица 11.8 - Материальный баланс установки АГФУ

Продукты	% на сырьё	т/год	т/час
Пришло:
газ с кат. крекинга	85,465	136589,172	16,739
газ с ART	14,535	23230,380	2,847
Итого:	100,000	159819,552	19,586

Получено:
Н2S	0,850	1358,466	0,167
С1-С2	18,530	29614,563	3,629
∑ С3	28,020	44781,439	5,488
∑ С4	52,600	84065,084	10,302
в том числе:
i-C4H8	6,500	10388,271	1,273
n-C4H8	12,540	20041,372	2,456
i-C4H10	13,500	21575,639	2,644
n-C4H10	20,060	32059,802	3,929
Итого:	100,000	159819,552	19,586

11.9 Расчёт материального баланса установки алкилирования

Расчёт материального баланса установки алкилирования производим по методике [10]. Процесс алкилирования происходит на основе взаимодействия между изобутаном и бутиленом. В результате получается алкилат, который является высокооктановой добавкой к бензинам. Сырьём этой установки, согласно поточной схеме НПЗ, являются газы ΣС4 с установок АГФУ и пиролиза. Выходы составляющих этих газов ΣС4 принимаем на основании таблицы 11.8 и 11.13. n-С4Н10 выводим с установки на пиролиз. Расчёт материального баланса производим по химическому уравнению:

С4Н10+С4Н8→∑С8Н18

Результаты расчёта материального баланса установки алкилирования приведены в таблице 11.9.

Таблица 11.9 - Материальный баланс установки алкилирования

Продукты	% на сырьё	т/год	т/час
Пришло:
∑С4	100,00	87182,386	10,684
в том числе:
n-C4H8	28,64	24966,934	3,060
i-C4H10	29,61	25812,682	3,163
n-C4H10	41,75	36402,770	4,461
Итого:	100,00	87182,386	10,684

Получено:
алкилат	58,25	50779,615	6,223
н-С4Н10	41,75	36402,771	4,461
Итого:	100,00	87182,386	10,684

11.10 Расчёт материального баланса установки получения ДИПЭ

Расчёт материального баланса установки получения ДИПЭ производим по уравнению реакции. Процесс получения происходит на основе взаимодействия между пропиленом и водой. В результате получается ДИПЭ - высокооктановая присадка к бензинам. Сырьём этой установки, согласно поточной схеме НПЗ, являются газы ΣС3 с установки АГФУ. Непрореагировавший С3Н8 выводим с установки получения ДИПЭ на пиролиз. Расчёт материального баланса производим по уравнению реакции:

С3Н6+Н2О→СН3−СН−О−СН−СН3

СН3 СН3

Результаты расчёта материального баланса установки получения ДИПЭ приведены в таблице 11.10.

Таблица 11.10 - Материальный баланс установки получения ДИПЭ

Продукты	% на сырьё	т/год	т/час
Пришло:
пропан-пропилен(АГФУ)	90,323	44781,439	5,488
в том числе пропилен	45,161	22390,720	2,744
вода	9,677	4798,011	0,588
Итого:	100,00	49579,45	6,076

Получено:
ДИПЭ	54,839	27188,730	3,332
n-C3Н8	45,161	22390,720	2,744
Итого:	100,000	49579,450	6,076

11.11 Расчёт материального баланса установки гидроочистки ДТ

Таблица 11.11 - Материальный баланс установки гидроочистки ДТ

Продукты	% на сырьё	т/год	т/час
Пришло:
180-360°С (АВТ)	96,214	1759708,8	215,651
180-360°С (АRТ)	3,786	69241,461	8,485
ВСГ	2,251	41161,116	5,044
Итого:	102,251	1870111,377	229,180

Получено:
С1-С4	2,217	40545,329	4,969
сероводород	1,381	25262,375	3,095
бензин	1,300	23776,353	2,914
ДТ	97,352	1780527,320	218,202
Итого:	102,251	1870111,377	229,180

.12 Расчёт материального баланса установки получения серной кислоты

На установку получения серной кислоты, согласно поточной схеме НПЗ, направляется сероводород с установки гидроочистки дизельного топлива, установки гидрокрекинга ВГ, установки ART, установки АГФУ и установки гидроконверсии ВГ. По уравнению реакции также рассчитывается необходимое количество кислорода:

Н2S+2О2→Н2SO4

Результаты расчета материального баланса установки получения серной кислоты приведены в таблице 11.12.

Таблица 11.12 Материальный баланс установки получения серной кислоты

Продукты	% на сырьё	т/год	т/час
Пришло:
H2S с ГО ДТ	13,067	25262,375	3,096
H2S с АГФУ	0,703	1358,466	0,167
H2S с установки гидроконверсии	8,658	16738,869	2,051
H2S с ГК ВГ	11,205	21662,066	2,655
H2S с ART	1,061	2051,922	0,251
кислород	65,306	126256,373	15,472
Итого:	100,000	193330,071	23,692

Получено:
серная кислота	100,000	193330,071	23,692

.13 Расчёт материального баланса установки пиролиза

Сырьём установки пиролиза в соответствии с поточной схемой, являются газы С3-С4 с установок АВТ, гидрокрекинга и ГФУ, н-С4Н10 с алкилирования, н-C3H8 с установки получения ДИПЭ, рафинат с установки экстракции суммарной ароматики, фракция н.к.-180°С с установки ГО ДТ и фракция н.к.-180°С с установки гидроконверсии ВГ.

Выходы продуктов пиролиза принимаем согласно источнику [8]. Результаты расчёта представлены в таблице 11.13.

Таблица 11.13 - Материальный баланс установки пиролиза

Продукты	% на сырьё	т/год	т/час
Пришло:
С3-С4 (АВТ)	28,03	148442,880	18,192
С3-С4 (ГФУ)	20,22	107112,388	13,127
С3-С4 (ГК)	12,64	66955,477	8,205
н-С4Н10 (алкилирование)	6,87	36402,771	4,461
н-C3H8 (ДИПЭ)	4,23	22390,720	2,744
н.к.-180°С (ГО ДТ)	4,49	23776,353	2,914
н.к.-180°С (гидроконверсия ВГ)	3,35	17723,508	2,172
рафинат (с установки экстракции)	20,17	106826,201	13,091
Итого:	100,00	529630,268	64,906

Получено:
Н2	1,00	5296,303	0,649
СН4	8,00	42370,424	5,193
этилен	30,00	158889,089	19,472
пропилен	15,00	79444,545	9,736
∑С4	4,00	21185,212	2,596
в том числе
C4H6	0,65	3442,597	0,422
i-C4H8	0,80	4237,042	0,519
n-C4H8	0,93	4925,562	0,604
i-C4H10	0,80	4237,042	0,519
n-C4H10	0,82	4342,969	0,532
н.к.-180°С	15,00	79444,545	9,736
ТСП	26,97	142841,291	17,505
кокс	0,03	158,889	0,019
Итого:	100,00	529630,298	64,906

.14 Расчёт материального баланса ГФУ

Таблица 11.14 - Материальный баланс ГФУ

Продукты	% на сырьё	т/год	т/час
Пришло:
С1-С4 (изомеризация)	3,455	5286,358	0,648
С1-С4 (ГО ДТ)	26,497	40545,329	4,969
С1-С4 (гидроконверсия ВГ)	29539,181	3,620
С1-С4 (КР)	50,744	77646,829	9,516
Итого:	100,000	153017,697	18,753

Получено:
С1-С2	30,000	45905,309	5,626
С3-С4	70,000	107112,388	13,127
Итого:	100,000	153017,697	18,753

.15 Расчёт материального баланса установки получения и концентрирования водорода

Сырьём установки является часть сухого газа с установок гидрокрекинга ВГ (остальная часть идёт в топливную сеть завода) и сухой газ с ГФУ. Также на установку для концентрирования водорода направляется неиспользованный на установках изомеризации и ГО ДТ ВСГ для дальнейшего использования на установке гидрирования лёгкого бензина каталитического крекинга и фракции н.к.-70°С с установи ART. Материальный баланс составлен согласно протекающей химической реакции:

СН4+2Н2О→СО2+4Н2 - 165,4кДж

Расчёт материального баланса установки производства водорода приведён в таблице 11.15.

Таблица 11.15 - Материальный баланс установки производства водорода

Продукты	% на сырьё	т/год	т/час
Пришло:
сухой газ (гидрокрекинг ВГ)	9,293	23019,447	2,821
сухой газ (ГФУ)	18,533	45905,309	5,625
ВСГ	9,565	23693,472	2,904
в том числе 100% Н2	1,913	4738,694	0,581
вода	62,609	155080,701	19,005
Итого:	100,000	247698,929	30,355

Получено:
водород	15,826	39201,072	4,804
СО+СО2	76,522	189543,079	23,228
у/в газ	7,652	18954,778	2,323
Итого:	100,000	247698,929	30,355

.16 Расчёт материального баланса установки получения МТБЭ

Расчёт материального баланса установки получения МТБЭ производим по методике [11]. Процесс происходит на основе взаимодействия между изобутиленом и метанолом. В результате получается МТБЭ. Сырьём этой установки, согласно поточной схеме НПЗ, являются газы ∑С4 с установки АГФУ и газы ∑С4 с установки пиролиза. МТБЭ используется в качестве кислородсодержащей добавки, повышающей октановое число. Выходы конкретных газов принимаем на основании таблиц 11.8 и 11.13. Расчёт материального баланса производим по уравнению реакции:

С4Н8+СН3ОН→СН3ОС(СН3)3

Результаты расчёта материального баланса установки получения МТБЭ приведены в таблице 11.16.

Таблица 11.16 - Материальный баланс установки получения МТБЭ

Продукты	% на сырьё	т/г	т/ч
Пришло:
∑С4 с АГФУ	76,31	84065,084	10,302
в том числе
i-C4H8	9,43	10388,271	1,273
n-C4H8	18,19	20041,372	2,456
i-C4H10	19,58	21575,639	2,644
n-C4H10	29,10	32059,802	3,929
∑С4 с пиролиза	16,11	17742,615	2,174
в том числе
i-C4H8	3,85	4237,042	0,519
n-C4H8	4,47	4925,562	0,604
i-C4H10	3,85	4237,042	0,519
n-C4H10	3,94	4342,969	0,532
метанол	7,59	8357,322	1,024
Итого:	100,00	110165,021	13,501

Получено:
МТБЭ	20,86	22982,635	2,817
∑С4	79,14	87182,386	10,684
в том числе
n-C4H8	22,66	24966,934	3,060
i-C4H10	23,43	25812,682	3,163
n-C4H10	33,04	36402,770	4,461
Итого:	100,00	110165,021	13,501

.17 Расчёт материального баланса установки экстракции ароматических углеводородов

На установку направляется фракция 70-140°С с установки каталитического риформинга. Результаты расчёта материального баланса приведены в таблице 11.17.

Таблица 11.17 - Материальный баланс установки экстракции ароматических углеводородов

Продукты	% на сырьё	т/г	т/ч
Пришло:
70-140°С	100,00	379489,168	46,506

Получено:
∑Ароматика	71,85	272662,967	33,415
рафинат	28,15	106826,201	13,091
Итого:	100,00	379489,168	46,506

.18 Расчёт материального баланса установки ректификации суммарной ароматики

На установку подается экстракт с установки экстракции ароматических углеводородов. Расчёт материального баланса установки производится по данным [10]. Результаты расчёта материального баланса приведены в таблице 11.18.

Таблица 11.18 - Материальный баланс установки ректификации суммарной ароматики.

Продукты	% на сырьё	т/г	т/ч
Пришло:
∑Ароматика	100,000	272662,967	33,415

Получено:
бензол	8,796	23983,435	2,939
толуол	39,661	108140,859	13,253
∑Ароматика С8	39,660	108138,133	13,252
∑Ароматика С9	11,883	32400,540	3,971
Итого:	100,000	272662,967	33,415

11.19 Расчёт материального баланса установки «Таторей»

На установку подается толуол и ароматика С9 с ректификации ароматических углеводородов. Расход сырья принимаем по табл. 11.18. Результаты расчёта материального баланса приведены в таблице 11.19.

Таблица 11.19 - Материальный баланс установки «Таторей»

Продукты	% на сырьё	т/г	т/ч
Пришло:
толуол	76,946	108140,859	13,253
∑Ароматика С9	23,054	32400,540	3,970
Итого:	100,000	140541,399	17,223

Получено:
бензол	18,200	25578,535	3,135
∑Ароматика С8	78,500	110324,998	13,520
Продукты	% на сырьё	т/г	т/ч
С1-С4	3,300	4637,866	0,568
Итого:	100,000	140541,399	17,223

.20 Расчёт материального баланса блока получения товарного пара-ксилола

Блок получения товарного пара-ксилола, состоит из установки изомеризации ароматических углеводородов С8 (этилбензола и ксилолов) и установки непрерывной адсорбции пара-ксилола на цеолитах «Парекс». На установку подается ароматика С8 с установок ректификации ароматических углеводородов и «Таторей». Расход сырья принимаем по таблицам 11.18 и 11.19. Результаты расчёта материального баланса приведены в таблице 11.20.

Таблица 11.20- Материальный баланс блока получения товарного пара-ксилола

Продукты	% на сырьё	т/г	т/ч
Пришло:
∑АС8 с ректификации	49,499	108138,133	13,252
∑АС8 с «Таторей»	50,501	110324,998	13,520
Итого:	100,000	218463,131	26,772

Получено:
пара-ксилол	94,900	207321,511	25,407
С1-С4	5,100	11141,620	1,365
Итого:	100,000	218463,131	26,772

.21 Расчёт материального баланса установки гидроконверсии ВГ

Сырьём установки гидроконверсии согласно п.2 является часть фракции 360-570°С. На установке получаем: сероводород, который далее отправляем на установку получения серной кислоты; газы, идущие в топливную сеть завода; бензин н.к.-180°С, фракцию 180-360°С и остаток, который является сырьём установки каталитического крекинга.

Таблица 11.21 - Материальный баланс установки гидроконверсии

Продукты	% на сырьё	т/г	т/ч
Пришло:
360-570°С	100,0	984639,360	120,666
водород	1,0	9846,394	1,207
Итого:	101,0	994485,754	121,873

Получено:
Н2S	1,7	16738,869	2,051
С1-С4	3,0	29539,181	3,620
н.к.-180°С	1,8	17723,508	2,172
180-360°С	36,8	362347,285	44,405
360-570°С	57,7	568136,911	69,625
Итого:	101,0	994485,754	121,873

11.22 Расчёт материального баланса топливно-химического блока в целом

Расчёт материального баланса топливно-химического блока в целом производим на основании таблиц 11.1 - 11.21.

Таблица 11.22 - Материальный баланс топливно-химического блока в целом

Продукты	% масс.	т/год	т/час
Пришло:
нефть	95,285	5952000,000	729,412
кислород (серная кислота)	126256,373	15,472
вода (ДИПЭ)	0,077	4798,011	0,588
вода (водород)	2,483	155080,701	19,005
метанол (МТБЭ)	0,134	8357,322	1,024
Итого:	100,000	6246492,407	765,501

Получено:
изомеризат	3,916	244647,734	29,981
н.к.-70°С (КР)	3,645	227689,618	27,903
140-180°С (КР)	3,471	216848,180	26,574
н.к.-70°С (ART)	0,167	10425,511	1,278
лёгкий бензин (КК)	1,983	123869,305	15,180
тяжёлый бензин (КК)	5,192	324313,915	39,744
н.к.-180°С (ГК ВГ)	2,286	142772,707	17,497
н.к.-180°С (пиролиз)	1,272	79444,545	9,736
алкилат	0,813	50779,615	6,223
ДИПЭ	0,435	27188,730	3,332
МТБЭ	0,368	22982,635	2,817
Н2SO4	3,095	193330,071	23,692
ДТ (ГО ДТ)	28,504	1780527,320	218,202
ДТ (КК)	2,296	143418,631	17,576
ДТ (гидроконверсия ВГ)	5,801	362347,285	44,405
ДТ (ГК)	7,330	457857,302	56,110
газы окисления (битумная установка)	0,168	10477,901	1,284
битум	6,780	423481,824	51,897
чёрный соляр	0,042	2619,475	0,321
бензол	0,793	49561,970	6,074
n-ксилол	3,319	207321,511	25,407
этилен (пиролиз)	2,544	158889,089	19,472
пропилен (пиролиз)	1,272	79444,545	9,736
С4Н6 (пиролиз)	0,055	3442,597	0,422
водород на гидрирование в том числе: водород (пиролиз) водород (производство и концентрирование водорода)	0,161 0,085 0,076	10034,997 5296,303 4738,694	1,230 0,649 0,581
ТСП	2,287	142841,291	17,505
СО+СО2 (получение Н2)	3,034	189543,079	23,228
котельное топливо в том числе: котельное топливо (КК) котельное топливо (ART)	5,100 1,312 3,788	318583,795 81953,503 236630,292	39,042 10,043 28,999
топливный газ в том числе: метан (пиролиз) сухой газ (АВТ) у/в газ (Таторей) сухой газ (ГК) С1-С2 (АГФУ) газ (изомеризация ∑АС8) у/в газ с установки концентрирования водорода	2,088 0,678 0,196 0,074 0,183 0,474 0,179 0,304	130423,302 42370,424 12261,120 4637,866 11442,931 29614,563 11141,620 18954,778	15,983 5,193 1,502 0,568 1,402 3,629 1,365 2,323
потери в том числе: кокс с ART кокс с КК кокс с пиролиза	1,783 1,084 0,697 0,002	111385,927 67687,239 43537,799 158,889	13,650 8,295 5,336 0,019
Итого:	100,000	6246492,407	765,501

Из таблицы 11.22 видно:

· суммарный выход светлых составил - 80,904%масс. на нефть;

· суммарный выход сырья для нефтехимии составил - 13,914% масс. на нефть.

Эти показатели превышают показатели заданные в задании на курсовое проектирование (по заданию сырья для нефтехимии 6%масс. на нефть).

12. ОХРАНА ОКРУЖАЮЩЕЙ СРЕДЫ НА УСТАНОВКЕ

В настоящее время в мире проблемы экологической безопасности становятся ключевыми, так как человеческая деятельность приняла такое развитие, что происходящие изменения в окружающей среде стали представлять непосредственную угрозу самому человеку. Поэтому организацию производства новой продукции и внедрение любого технического процесса необходимо рассматривать не только с экономической, но и с экологической точек зрения. При этом на плечи государства должна лечь обязанность обеспечения необходимой законодательной базы, экономически стимулирующей применение экологически чистых технологий, продукции, энергии.

Отрицательное воздействие на окружающую среду часто принято связывать с авариями на нефтепроводах, нефтеперерабатывающих заводах и нефтебазах, с чрезвычайными ситуациями и проблемами, возникающими при добыче и разведке нефти. Оценить влияние каждого нефтепродукта и процесса его производства на экологическую безопасность - проблемная задача. В то же время вопросу воздействия на окружающую среду на стадии переработки нефти пока уделяется недостаточное внимание.

Повышение уровня экологической чистоты технологии переработки углеводородного сырья связано, прежде всего, с недопустимостью выбросов любых вредных веществ в окружающую среду как при нормальной эксплуатации оборудования, так и при аварийных ситуациях. Сегодня наиболее привлекательными стали безотходные технологии, в которых все отходы производства полностью утилизируются и перерабатываются во вторичные материальные ресурсы. Безотходное производство предполагает создание оптимальной технологической схемы с замкнутыми материальными и энергетическими потоками. Производственный цикл при этом организуется таким образом, чтобы все технологические потоки (в том числе воздушные и водные), содержащие загрязнители, были изолированы от окружающей среды и циркулировали в замкнутом контуре, проходя через специальные системы их выделения и переработки в товарные виды продукции, не оказывая отрицательного воздействия на среду обитания. Из-за несовершенства некоторых технологий переработки углеводородного сырья, их аппаратурного оформления, недостаточного уровня инженерных решений в нефтеперерабатывающих производствах допускается сравнительно большое количество безвозвратных потерь нефти и нефтепродуктов, которые на весь объём используемого сырья (нефть и газ) составляют сотни тысяч тонн в год.

Вследствие создания высокоинтенсивных технологических процессов переработки нефти и газа, а также установок большой единичной мощности возникли принципиально новые экологические требования как к технологическому оформлению этих производств, так и к их размещению, а именно:

· обеспечение высокой степени надежности их функционирования во избежание аварийных выбросов вредных веществ в окружающую среду;

· организация оптимальной работы каждого аппарата, системы и всей технологической схемы с учётом совокупных требований энерготехнологии, экономики и экологии;

· оптимальное распределение нагрузок по аппаратам, реакторам, подсистемам и т.п., обеспечивающих наиболее полную регенерацию энергетических потоков и эффективное использование материальных ресурсов с целью полной утилизации всех возможных выбросов вредных веществ в окружающую среду;

· оптимальное сочетание вновь размещаемой установки со всей совокупностью ранее действующих на этом заводе нефтеперерабатывающих производств, в том числе по объёму загрязнителей и взаимному влиянию на экологическую обстановку среды обитания.

На современном предприятии, использующем энерготехнологические системы существенно возрастает сложность и жёсткость связей между аппаратами. Это обуславливает необходимость высокого уровня надёжности и устойчивости работы каждого из них и всего комплекса в целом для снижения вероятности аварийных остановок производства и осуществления технологического процесса в высокоэффективном оптимальном режиме без выбросов вредных веществ в окружающую среду.

Результатом отрицательного влияния на окружающую среду предприятий и отдельных технологических установок является загрязнение сфер обитания, содержащих активную биомассу, приводящее к её угнетению и, в конечном итоге, к полному уничтожению. Ранее экологические организации отстаивали антропоцентристскую точку зрения, то есть выделяли из всей биомассы человека (центральное звено) и критерием оценки результатов всей деятельности считалось отсутствие негативного ее воздействия на здоровье человека. Соответственно подбирались определяющие критерии - предельно допустимые концентрации (ПДК) для различных веществ. Нормы различались по продолжительности действия вредного вещества (максимальные разовые, рабочего места, атмосферного воздуха, среднесуточные и т.п.). Объединяло их одно условие - отсутствие негативного влияния на здоровье человека после контакта с вредным веществом не выше ПДК в течение определенного промежутка времени. Однако практика показала, что игнорирование влияния вредных веществ на остальную часть биомассы приводит к пагубным для неё последствиям. В ряде случаев экологическая система теряет способность самовосстанавливаться после определенного воздействия вредных веществ, и наступает экологическая катастрофа - угнетение жизнедеятельности всего живого в месте загрязнения, нарушение обмена важнейшими химическими элементами и, как следствие, место загрязнения становится на долгие годы непригодным для жизни.

В качестве более общего индикатора дополнительно применяют удельные показатели выбросов вредных веществ в различные сферы (атмосферу, почву, водный бассейн). В последнее время предлагается относить количество вредных выбросов на производимый товар. Тогда этот показатель может быть полезен для обоснования выбора (на существующий период времени) наилучшей доступной технологии с точки зрения экологической безопасности установки или предприятия для окружающей среды.

Охрана окружающей среды на любой установке НПЗ включает в себя систему мер, позволяющих свести выбросы вредных и ядовитых веществ в окружающую среду, т.е. в атмосферу, водоемы, почву, до минимально достижимых на сегодняшний день концентраций, но не выше ПДК. Воздействие вредных и ядовитых веществ на окружающую среду, взаимосвязь с ней человеческой деятельности и методы ее защиты изучает наука экология. В связи с этим все системы мер по охране окружающей среды на установке должны отвечать требованиям экологии [1].

Экологическая характеристика установки гидроочистки ДТ оценивается четырьмя показателями [4]:

· количеством газообразных выбросов;

· количеством неутилизированных отходов;

· количеством потребляемой воды;

· количеством потерь нефтепродуктов.

Для уменьшения газообразных выбросов в печи необходимо установить аккустические горелки, т.к. они являются наиболее экологически безопасными. Для уменьшения расхода топлива необходимо предусмотреть в печи подогреватель воздуха.

При пуске и остановке установки необходимо предусмотреть сброс газа на факел.

Установка резервуаров с плавающей крышей позволит существенно снизить потери лёгких нефтепродуктов в окружающую среду.

Для неутилизированных отходов - песок, пропитанный нефтепродуктами, промасленную ветошь, изношенный прокладочный материал, шланги и др. - необходимо оборудовать специальную бетонную ёмкость, из которой периодически отходы вывозятся на специальную свалку.

Алюмокобальтмолибденовый катализатор уже не подлежащий регенерации собирают в герметичные ёмкости и отправляют на специальные заводы для извлечения цветных металлов.

Для снижения количества потребляемой воды на установке используется тепло отходящих потоков, в качестве концевых холодильников применяются аппараты воздушного охлаждения.

Во избежание попадания дождевых и талых вод на площадку установки и разлитых нефтепродуктов за пределы установки территорию установки необходимо оградить бордюром.

Замена сальниковых уплотнений насосов на торцевые позволяет существенно снизить потери нефтепродуктов через их неплотности. Сброс жидких нефтепродуктов из аппаратов и трубопроводов при отборе проб опорожнении проводится в специальную заглубленную емкость.

Разлитый нефтепродукт смывается с площадки водой в промливневую канализацию, из которой эта вода поступает на очистные сооружения НПЗ. Для снижения содержания нефтепродуктов в этой воде на выходе канализации с установки необходимо установить локальную нефтеловушку с гидрозатвором и насосом для откачки нефтепродукта в специальную ёмкость.

СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ

1 С.М.Ткачёв, С.И.Хорошко, А.Ф.Корж, С.В.Покровская, А.А.Ермак. Под общей редакцией С.И.Хорошко. Каталитический крекинг миллисеконд (MSCC). Новополоцк, 2002 г.

2 Нефти северных регионов. Справочник. - Новополоцк: ПГУ, 2004.

ГОСТ Р 51858-2002 Нефть. Общие технические условия.

Корж А.Ф. Методические указания к выполнению курсового проекта №2 по курсу "Технология переработки нефти и газа" для студентов специальности Т.15.02. - Новоплоцк, ПГУ, 2000.

Всемирная топливная хартия. /Нефтехимия и нефтепереработка, 2000.

Танатаров М.А. и др. Технологические расчеты установок переработки нефти. - М.: Химия, 1987.

7 Ахметов С.А. Технология лубокой переработки нефти. - М.: Химия, 2002.

8 Смидович Е.В. Технология переработки нефти и газа. Ч.2-я. - М.: Химия, 1980.

Альбом технологических схем процессов переработки нефти и газа. - Под ред. Б.Н.Бондаренко. - М.: Химия, 1983.

Огородников С.К. Справочник нефтехимика. - Л.: Химия, 1978.

Сарданашвили А.Г., Львова А.П. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа. - М.: Химия, 1973.

Павлов К.Ф. и др. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. - М.: Химия, 1981.

Хорошко С.И., Хорошко А.Н. Сборник задач по химии и технологии нефти и газа. - Минск.: Выш. шк., 1989.

Соколов В.Н. Машины и аппараты химических производств. - Л.: Машиностроение, 1982. - 384с.

Расчет нефтехимического блока переработки нефти и установки гидроочистки

Расчет нефтехимического блока переработки нефти и установки гидроочистки

3. ВЫБОР И ОБОСНОВАНИЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ УСТАНОВКИ ГИДРООЧИСТКИ

. РАСЧЁТ МАТЕРИАЛЬНОГО БАЛАНСА УСТАНОВКИ ГИДРООЧИСТКИ ДИЗЕЛЬНОГО ТОПЛИВА

7. РАСЧЁТ СЕПАРАТОРОВ

9. РАСЧЁТ ПОЛЕЗНОЙ ТЕПЛОВОЙ НАГРУЗКИ ТРУБЧАТОЙ ПЕЧИ

12. ОХРАНА ОКРУЖАЮЩЕЙ СРЕДЫ НА УСТАНОВКЕ

3. ВЫБОР И ОБОСНОВАНИЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ УСТАНОВКИ ГИДРООЧИСТКИ

4. РАСЧЁТ МАТЕРИАЛЬНОГО БАЛАНСА УСТАНОВКИ ГИДРООЧИСТКИ ДИЗЕЛЬНОГО ТОПЛИВА

7. РАСЧЁТ СЕПАРАТОРОВ

9. РАСЧЁТ ПОЛЕЗНОЙ ТЕПЛОВОЙ НАГРУЗКИ ТРУБЧАТОЙ ПЕЧИ

12. ОХРАНА ОКРУЖАЮЩЕЙ СРЕДЫ НА УСТАНОВКЕ

Похожие работы на - Расчет нефтехимического блока переработки нефти и установки гидроочистки